优秀的化工设计苯氯苯板式精馏塔课程设计.doc

1 化工原理 课程设计说明书 设计题目 苯苯 氯苯板式精馏塔课程设计氯苯板式精馏塔课程设计 设计人员 设计人员 所在班级 所在班级 化学工程与工艺化学工程与工艺 成绩 成绩 指导老师 指导老师 日期 日期 2010 12 03 2 苯苯 氯苯分离板式精馏塔的设计任务书氯苯分离板式精馏塔的设计任务书 一一 设计题目设计题目 苯 氯苯连续精馏塔的设计 2 设计任务及操作条件设计任务及操作条件 1 进精馏塔的料液含氯苯 35 质量分数 下同 2 塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2 3 釜残液中氯苯的纯度为 99 8 4 生产能力为 10 万每年 99 8 的氯苯 5 每年按 330 天算 每天 24 小时连续运行 6 操作条件 1 塔顶压力 4kPa 表压 2 进料热状态 自选 3 回流比 自选 4 塔底加热蒸气压力 506kpa 表压 5 单板压降 0 7kPa 三三 设备形式设备形式 筛板塔或浮阀塔板 四 设计内容 四 设计内容 1 设计说明书的内容 设计说明书的内容 1 精馏塔的物料衡算 2 塔板数的确定 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5 塔板主要工艺尺寸的计算 6 塔板的流体力学验算 7 塔板负荷性能图 8 精馏塔接管尺寸计算 9 对设计过程的评述和有关问题的讨论 2 设计图纸要求 设计图纸要求 1 绘制生产工艺流程图 A2 号图纸 2 绘制精馏塔设计条件图 A2 号图纸 5 设计基础数据 设计基础数据 1 苯 氯苯的饱和蒸汽压数据 2 苯 氯苯的密度 黏度 表面张力 汽化热等物性参数 3 目录目录 前前 言言 6 1 设计方案的思考 6 2 设计方案的特点 6 3 工艺流程的确定 6 一 设备工艺条件的计算一 设备工艺条件的计算 8 1 设计方案的确定及工艺流程的说明 8 2 全塔的物料衡算 8 2 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 8 2 2 平均摩尔质量 8 2 3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 8 3 塔板数的确定 9 3 1 理论塔板数的求取 9 T N 3 2 确定操作的回流比 R 10 3 3 求理论塔板数 11 3 4 全塔效率 12 T E 3 5 实际塔板数 近似取两段效率相同 13 p N 4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 13 4 1 平均压强 13 m p 4 2 平均温度 14 m t 4 3 平均分子量 14 m M 4 4 平均密度 15 m 4 5 液体的平均表面张力 16 m 4 6 液体的平均粘度 17 mL 4 7 气液相体积流量 18 6 主要设备工艺尺寸设计 19 6 1 塔径 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 20 7 1 溢流装置 20 7 2 塔板布置 23 8 塔板流的体力学计算 25 8 1 塔板压降 25 4 8 2 液泛计算 27 8 3雾沫夹带的计算 28 8 4塔板负荷性能图 29 8 4 1 雾沫夹带上限线 29 8 4 2 液泛线 29 8 4 3 液相负荷上限线 29 8 4 4 气体负荷下限线 漏液线 30 8 4 5 液相负荷下限线 30 9 板式塔的结构 30 9 1 塔顶空间 31 9 2 塔底空间 31 9 3 人孔数目 31 9 4 塔高 31 10 接管 32 10 5 1 进料管 32 10 5 2 回流管 32 10 5 3 塔顶蒸汽接管 32 10 5 4 釜液排出管 32 10 5 塔釜进气管 32 四四 绘制生产工艺流程图绘制生产工艺流程图 五五 绘制精馏塔设计条件图绘制精馏塔设计条件图 六六 计算结果总汇计算结果总汇 35 七七 结束语结束语 36 八八 符号说明 符号说明 37 前前 言言 1 1 设计方案的思考 设计方案的思考 通体由不锈钢制造 塔节规格 25 100mm 高度 0 5 1 5m 每段塔节可 设置 1 2 个进料口 测温口 亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产 品 整个精馏塔包括 塔釜 塔节 进料罐 进料预热器 塔釜液储罐 塔顶 冷凝器 回流比控制器 产品储罐等 塔压降由变送器测量 塔釜上升蒸汽量 可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制 塔压可采用稳压阀控制 并可装载自 动安全阀 为使塔身保持绝热操作 采用现代化仪表控制温度条件 并可在室 5 温 300 范围内任意设定 同时 为了满足用户的科研需要 每一段塔节内的 温度 塔釜液相温度 塔顶气相温度 进料温度 回流温度 塔顶压力 塔釜 压力 塔釜液位 进料量等参数均可以数字显示 2 2 设计方案的特点设计方案的特点 筛板塔由于气液接触状态良好 雾沫夹带量小 因气体水平吹出之故 塔 板效率较高 生产能力较大 浮阀塔应用广泛 对液体负荷变化敏感 不适宜 处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料 浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触 需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到 便于设计和对比 而且更 可靠 筛板塔更适合 塔径不是很大 易气泡物系 腐蚀性物系 而且适合真 空操作 3 3 工艺流程 工艺流程的确定的确定 原料液由泵从原料储罐中引出 在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀塔 塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流 液 其余作为产品经冷却至后送至产品槽 塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气 相流 塔釜残液送至废热锅炉 以下是筛板精馏塔工艺简图 6 一 设备工艺条件的计算一 设备工艺条件的计算 1 1 设计方案的确定及工艺流程的说明 设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯 氯苯混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精 馏过程 设计中采用泡点进料 q 1 将原料液通过预热器加热至泡点后送入 精馏塔内 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较 小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经 冷却后送至储罐 由于年产量太大 故分成两个塔同时精馏 2 2 全塔的物料衡算 全塔的物料衡算 2 12 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78 11 kg kmol 和 112 61kg kmol 728 0 61 112 3511 78 65 11 78 65 F x 986 0 61 112 211 78 98 11 78 98 D x 00288 0 61 112 8 9911 78 2 0 11 78 2 0 W x 2 22 2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol87 49kg km 112 610 728 1 0 72878 11 MF kg kmol59 7861 112986 0 1986 0 11 78 D M kg kmol51 11261 11200288 0 100288 0 11 78 W M 2 32 3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件 一年以 330 天 一天以 24 小时计 有 7 hkmol 26 1262624330100000000 qwm hkmol 22 112MqqWw m wn 总物料衡算 WnDnFnqqq 苯物料衡算 WnDnFnqqq 00288 0 986 0 728 0 联立解得 h213 81kmol q Dn kmol h 157 7 q Fn 3 3 塔板数的确定 塔板数的确定 3 13 1 理论塔板数理论塔板数的求取的求取 T N 苯 氯苯物系属于理想物系 可采用梯级图解法 M T 法 求取 步骤 T N 如下 1 根据苯 氯苯的相平衡数据 利用泡点方程和露点方程求取yx 依据 将所得计算结果列表如下 BABt ppppx tA pxpy 表 3 1 相关数据计算 温度 8090100110120130140 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 x10 6770 4420 2650 1270 0190 两相 摩尔 分率y10 9130 7850 6140 3760 0710 相对 挥发 度 o A o B P P 5 1351 35 5 4 6075 094 4 4 1436 46 3 9499 3 3 8157 89 本题中 塔内压力接近常压 实际上略高于常压 而表中所给为常压下的 相平衡数据 因为操作压力偏离常压很小 所以其对平衡关系的影响完全yx 可以忽略 8 平均相对挥发度 则 汽液平衡方程为 436 4 x x x x y 436 3 1 436 4 1 1 3 23 2 确定操作的回流比确定操作的回流比 R R 将表 3 1 中数据作图得曲线 yx 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 x y y x f x 图 3 1 苯 氯苯混合液的 x y 图 在图上 因 查得 而 故有 yx 1 q925 0 e y728 0 Fe xx986 0 D x 31 0 728 0 925 0 925 0 986 0 ee eD m xy yx R 考虑到精馏段操作线离平衡线较近 故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍 即 62 0 31 0 22 m RR 求精馏塔的汽 液相负荷 kmol h 774 7970 5710 62RqqDn Ln 9 kmol h 474 55270 5711 0 621 q RqDn Vn n Ln L Fqq213 81 97 774311 584 kmol hnq n vnqq255 474 kmol h v 3 33 3 求理论塔板数求理论塔板数 精馏段操作线 609 0 383 0 11 x R x x R R y D 提馏段操作线 000632 0 21963 1 xy 图 3 2 苯 氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 按上法图解得到 总理论板层数 块 包括再沸器 11 T N 加料板位置 4 F N 10 3 43 4 全塔效率全塔效率 T E 选用公式计算 该式适用于液相粘度为 mT E log616 0 17 0 0 07 1 4mPa s 的烃类物系 式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的 m 平均粘度 查图一 由 0 986 0 00288 查得塔顶及塔釜温度分别为 DxWx 80 43 138 48 tD W t 全塔平均温度 2 80 43 138 48 2 109 5 m ttD W t 根据表 3 4 表 3 4 苯 氯苯温度粘度关系表 温度 20406080100120140 苯 粘度 mPa s 0 6380 4850 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 粘度 mPa s 0 750 560 440 350 280 240 利用差值法求得 smPa 24 0 A smPa261 0 B 25 0 728 0 126 0 728 0 24 0 1 FBFAm xx 53 0 25 0 log616 0 17 0 log616 0 17 0 mT E 3 53 5 实际塔板数实际塔板数 近似取两段效率相同 近似取两段效率相同 p N 精馏段 块 取块66 5 53 0 3 1 p N6 1 p N 提馏段 块 取块09 1653 0 8 2 p N17 2 p N 总塔板数块23 21 ppp NNN 11 4 4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 操作工艺条件及相关物性数据的计算 4 14 1 平均压强平均压强 m p 取每层塔板压降为 0 7kPa 计算 塔顶 kPa1054101 D p 加料板 kPa2 10967 0105 F p 塔底 kPa 1 121237 0105 W p 精馏段平均压强 kPa 1 1072 2 109 105 p 提镏段平均压强 kPa21 1152 1 121 2 109 p 4 24 2 平均温度平均温度 m t 利用表 3 1 数据 由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 1986 0 80 677 0 1 9080 D t 43 80 D t 加料板 1737 0 80 677 0 1 9080 F t 14 88 F t 塔底温度 019 0 00288 0 130 0019 0 140130 W t 48 138 W t 精馏段平均温度 29 842 14 8843 80 m T 提馏段平均温度 3 1132 14 8848 138 m T 4 34 3 平均分子量平均分子量 m M 精馏段 29 84 m T 液相组成 1 8029 84 1677 0 8090 1 x 861 0 1 x 12 气相组成 1 8029 84 1913 0 8090 1 y 963 0 1 y 所以 kmolkgML 91 82861 0 161 112861 0 11 78 kmolkgMV 39 79963 0 161 112963 0 11 78 提馏段 3 113 m T 液相组成 265 0 110 3 113 0127 0 265 0 120110 2 x 219 0 2 x 气相组成 614 0 110 3 113 376 0 614 0 120110 2 y 535 0 2 y 所以 kmolkgML 05 105219 0161 112219 0 11 78 kmolkgMV 15 94535 0 161 112535 0 11 78 4 44 4 平均密度平均密度 m 4 4 1 液相平均密度 mL 表 4 1 组分的液相密度 kg m3 温度 8090100110120130140 苯 817805793782770757745 氯苯 1039102810181008997985975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 推荐 t A 187 1912 t A 1886 1 13 912 氯苯 推荐 t B 111 1 1127 t B 0657 1 4 1124 式中的 t 为温度 塔顶 3 kg m 5 81643 801886 1 13 9121886 1 13 912 t ALD 3 kg m 7 103843 800657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLD 3 kg m 5 819 7 1038 02 0 5 816 98 01 mLD BLD B ALD A mLD aa 13 进料板 3 kg m24 80714 881886 1 13 9121886 113 912 t ALF 3 kg m05 103014 880657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLF 3 kg m36 873 05 1030 34 0 24 807 66 0 1 mLF BLF B ALF A mLF aa 塔底 3 kg m84 74648 1381886 113 9121886 1 13 912 t ALW 3 kg m57 97648 1380657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLW 3 kg m97 975 57 976 998 0 84 746 002 0 1 mLW BLW B ALW A mLW aa 精馏段 3 kg m43 8462 36 873 5 819 L 提馏段 3 kg m66 9242 97 97536 873 L 4 4 2 汽相平均密度 mV 精馏段 3 kg m86 2 29 84273314 8 39 794 107 m mVm v RT Mp 提馏段 3 kg m38 3 3 113273314 8 15 94 2 115 m mVm v RT Mp 4 54 5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力 m 表 5 1 组分的表面张力 温度8085110115120131 A mN m 苯21 220 617 316 816 315 3 B mN m 氯苯26 125 722 722 221 620 4 液体平均表面张力依下式计算 即 iiLm x 14 塔顶液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 43 80 D t 2 21 8043 80 6 20 2 21 8580 AD N m15 21 m AD 1 26 8043 80 7 25 1 26 8580 BD mN m07 26 BD mN m22 2107 26014 0 15 21986 0 m LD 进料板液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 14 88 D t 6 20 8514 88 3 17 6 20 11085 AF N m19 20 m AF 7 25 8514 88 7 22 7 25 11085 BF mN m32 25 BF mN m59 2132 25272 0 19 20728 0 m LF 塔底液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 3 113 W t 3 17 110 3 113 8 16 3 17 115110 AW N m 3 15 m AW 7 22 110 3 113 2 22 7 22 115110 BW mN m41 19 BW mN m40 1941 1999712 0 3 1500288 0 m LW 精馏段液相平均表面张力为 mN m405 212 59 2122 21 L 提馏段液相平均表面张力为 mN m 5 202 41 1959 21 L 15 4 64 6 液体的平均粘度液体的平均粘度 mL 表三 不同温度下苯 氯苯的粘度 温度 t 6080100120140 苯 mPas 0 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 mPas 0 5150 4280 3630 3130 274 液相平均粘度可用 表示 lglg Lmii x 4 6 1 塔顶液相平均粘度 308 0 8043 80 308 0 255 0 80100 A smPa A 307 0 smPa 428 0 8043 80 428 0 363 0 80100 B 427 0 B 426 0 lg 986 0 1 307 0 lg986 0 lg mLD smPa mLD 308 0 4 6 2 进料板液相平均粘度 308 0 8014 88 308 0 255 0 80100 A smPa A 286 0 428 0 8014 88 428 0 363 0 80100 B smPa B 402 0 402 0 lg 737 0 1 286 0 lg737 0 lg mLF smPa mLF 313 0 4 6 3 塔底液相平均粘度 255 0 10043 138 215 0 255 0 120100 A smPa A 186 0 363 0 10043 138 313 0363 0 120100 B smPa B 277 0 277 0 lg 00288 0 1 228 0 lg00288 0 lg mLF smPa mLF 277 0 16 4 74 7 气液相体积流量气液相体积流量 精馏段 汽相体积流量 sm970 1 86 23600 39 79474 255 3600 3 mV mV vn vv Mq q 液相体积流量 sm00266 0 43 8463600 91 82774 97 3600 3 mL mL Ln lv Mq q 提馏段 汽相体积流量 sm977 1 38 33600 15 94474 255 3600 3 mV mV vn vv Mq q 液相体积流量 sm00983 0 66 9243600 5 105584 311 3600 3 mW mL Ln Lv Mq q 6 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计 6 16 1 塔径塔径 精馏段 初选塔板间距及板上液层高度 则 mm450 T Hmm70 L h m38 0 07 0 45 0 LT hH 按 Smith 法求取允许的空塔气速 即泛点气速 max u F u 0232 0 86 2 43 846 970 1 00266 0 5 0 5 0 V L vv lv q q 查 Smith 通用关联图得082 0 20 C 负荷因子08308 0 20 405 21 082 0 20 2 02 0 20 CC 泛点气速 17 m s 424 1 86 2 86 2 43 84608308 0 max VVL Cu 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 m s9988 0 7 0 max uu 精馏段的塔径 m585 1 9988 0 14 3 970 1 4 4 uqDvv 按标准塔径圆整取 6m1 D 提馏段 初选塔板间距及板上液层高度 则 mm450 T Hmm70 L h m38 0 07 0 45 0 LT hH 4810 0 38 3 66 924 770 1 00983 0 5 0 5 0 V L vv Lv q q 查 Smith 通用关联图得082 0 20 C 负荷因子8204 0 20 05 20 082 0 20 2 02 0 20 L CC 取安全系数为 0 7 则空塔气速为m s98 0 7 0 max uu 精馏段的塔径m58 1 98 0 14 3 970 14 4 uqDvv 按标准塔径圆整取 6m1 D 18 7 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算塔板工艺结构尺寸的设计与计算 7 17 1 溢流装置溢流装置 因塔径为 1 6m 所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰 弓形降液管 凹形 受 液盘 且不设进口内堰 7 1 1 溢流堰长 出口堰长 w l 取m12 1 6 17 07 0 Dlw 7 1 2 出口堰高 w h owLw hhh 对平直堰 3 2 00284 0 wh lv ow lqEh 精馏段 于是 满足要求 mmhow007 0 01187 0 12 1 00266 0 3600 100284 0 3 2 m05812 0 01187 0 07 0 owLw hhh 验证 设计合理 owwow hhh 1 005 0 提馏段 由 于是 1 E 满足要求 mmhow007 002838 0 12 1 00983 0 3600 100284 0 3 2 m0416 0 02838 007 0 owLw hhh 验证 设计合理 1 005 0 owwow hhh 7 1 3 降液管的宽度和降液管的面积 d W f A 由 查化工原理课程设计得 即 7 0 Dlw14 0 18 0 Tfd AADW m288 0 d W 22 m0096 2 4 DAT 2 m2813 0 f A 19 液体在降液管内的停留时间 精馏段 满足要求 s5s59 4700266 0 45 0 2813 0 sTf LHA 提镏段 满足要求 5s56 7 400983 0 45 0 2813 0 sTf LHA 7 1 4 降液管的底隙高度 o h 精馏段 取液体通过降液管底隙的流速 则有 m s08 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足m02969 0 08 0 12 1 00266 0 0 ow s ul L h o h 要求 故合理mmhhw006 0 02843 0 0 提馏段 取液体通过降液管底隙的流速 则有 m s25 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足m03510 0 25 0 12 1 00983 0 ow s o ul L h o h 要求 故合理mmhhw006 000649 0 0 选用凹形受液盘 深度mmhW50 20 7 27 2 塔板布置塔板布置 7 2 1 塔板的分块 本设计塔径为 故塔板采用分块式 塔板分mmmmmD120016006 1 为 4 块 7 2 2 边缘区宽度确定 取 mWs08 0 mWc05 0 7 2 3 开孔区面积计算 2221 2 sin 180 a x Ax rxr r 其中 mWW D x sd 432 0 08 0 288 0 2 6 1 2 mW D r c 75 005 0 2 6 1 2 故 21 2 22 22 1 75 0 432 0 sin 180 75 0 14 3 432 0 75 0 432 0 2mAa 7 2 4 筛板数计算及其排列 取筛孔的孔径 正三角形排列 筛板采用碳钢 其厚度mm6 o d 且取 故孔心距 mm5 2 5 2 o dtmm1565 2 t 每层塔板的开孔数 孔 627822 1 15 101158101158 2 3 2 3 a A t n 每层塔板的开孔率 应在 5 15 故满足要 145 0 5 2 907 0 907 0 22 o dt 求 每层塔板的开孔面积 2 m1769 0 22 1 145 0 ao AA 气体通过筛孔的孔速 精馏段 m s13 111769 0 970 1 o vv o Aqu 提馏段 m s14 1112322 0 970 1 o vv o Aqu 21 8 8 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 8 18 1 塔板压降塔板压降 8 1 1 精馏段 气体通过干板的压降 c h m03025 0 43 846 86 2 84 0 13 11 051 0 051 0 2 2 L V o o c C u h 式中孔流系数由查图 11 10 得出 o C5 14 6 o d84 0 o C 气体通过板上液层的压降 m035 0 07 0 5 0 Ll hh 气体克服液体表面张力产生的压降 h m00172 0 006 0 81 9 43 846 10405 2144 3 oLgd h 气体通过筛板的压降 单板压降 和 p h p p m06697 000172 0 035 0003025 0 hhhh lcp 满足0 7kPakPa5555 0Pa5 55506697 0 81 943 846 pLp ghp 工艺要求 8 1 2 提馏段 气体通过干板的压降 c h m03297 0 66 924 38 3 84 0 14 11 051 0 051 0 2 2 L V o o c C u h 式中孔流系数由查图 11 10 得出 o C5 14 6 o d84 0 o C 22 气体通过板上液层的压降 m035 0 07 0 5 0 Ll hh 气体克服液体表面张力产生的压降 h m00151 0 006 0 81 9 66 924 10 5 2044 3 oLgd h 气体通过筛板的压降 单板压降 和 p h p p m0693 000151 0 035 0003297 0 hhhh lcp 满0 7kPakPa62796 0 Pa96 6270693 0 81 9 66 924 pLp ghp 足工艺要求 8 28 2 雾沫夹带的验算雾沫夹带的验算 8 2 1 精馏段 sm AA q u fT vv a 14 1 2813 0 0096 2 970 1 kgkg1 0 kgkg0252 0 07 0 5 245 0 14 1 10405 21 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 fT a V hH u e 式中 验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带 Lf hh5 2 23 8 2 2 提馏段 sm AA q u fT vv a 14 1 2813 0 0096 2 970 1 kgkg1 0 kgkg026 0 07 0 5 245 0 14 1 105 20 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 fT a V hH u e 式中 验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带 Lf hh5 2 8 38 3 液泛的验算液泛的验算 8 3 1 精馏段 为防止降液管发生液泛 应使降液管中的清液层高度 wTd hH H dLpd hhhH m000979 0 02969 0 12 1 00266 0 153 0 153 0 2 2 ow lv d hl q h m1379 0000979 0 07 0 06697 0 d H m254 0 05812 0 45 0 5 0 wT hH 成立 故不会产生液泛 wTd hH H 24 8 3 2 提馏段 为防止降液管发生液泛 应使降液管中的清液层高度 wTd hH H dLpd hhhH m009566 0 0351 0 12 1 00983 0 153 0153 0 2 2 ow lv d hl q h m1488 0 009566 0 07 0 0693 0 d H m2458 00416 0 45 0 5 0 wT hH 成立 故不会产生液泛 wTd hH H 通过流体力学验算 可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适 若要 做出最合理的设计 还需重选及 进行优化设计 T H L h 8 48 4 漏液的验算漏液的验算 8 4 1 精馏段 漏液点的气速 om u m s24 7 86 2 43 84600172 0 07 0 13 0 0056 0 84 0 4 4 13 0 0056 0 4 4 VLLoom hhCu 筛板的稳定性系数 不会产生过量液漏 5 1547 1 24 7 13 11 om o u u K 8 4 2 提馏段 漏液点的气速 om u m s02 7 38 3 66 92400151 007 0 13 00056 0 84 0 4 4 13 0 0056 0 4 4 VLLoom hhCu 筛板的稳定性系数 不会产生过量液漏 5 159 1 02 7 13 11 om o u u K 25 9 9 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 9 1 雾沫夹带上限线 2 3 6 107 5 fT a v hH u e 其中 a S vv fT vv a V q AA q u5786 0 2813 00096 2 3 2 3 3600 1084 2 5 25 2 W Lv wowwf l q Ehhhh 9 1 1 精馏段 近似取 E 1 0 hw 0 05812 lw 1 12 b 3 2 3 2 3 5464 1 1453 0 12 1 3600 0 11084 2 05812 0 5 2lv lv f q q h 取液沫夹带极限值为 已知 v e气液 kgkg 1 0mN m405 21 mHT45 0 并将代入得 ba 整理得 3 2 0419 173579 3 lvvvqq 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中lvq vvq smLs 3 0 00100 00200 00300 0040 smVs 3 3 18753 08743 00342 9285 26 依表中数据在图中作出液沫夹带线 1 9 提馏段 近似取 E 1 0 hw 0 0416 lw 1 12 b 3 2 3 2 3 5464 1104 0 12 1 3600 0 11084 204160 0 5 2lv lv f q q h 取液沫夹带极限值为 已知 v e气液 kgkg 1 0mN m5 20 mHT45 0 并将代入得 ba 整理得 3 2 8113 167619 3 lvvvqq 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V smqlv 3 0 00100 00200 00300 0040 smqvv 3 3 59383 49503 41223 3382 依表中数据在图中作出液沫夹带线 1 9 2 液泛线 令 WTd hHH 由 owLLcpdLpd hhhhhhhhhhhhH W 11 9 2 1 精馏段 式中 2 2 0078 0 43 846 86 2 1769 0 84 0 0051 0 051 0 vv o cq LC u h 00172 0 3093 0 290600078 0 3 22 lvvvpq qh 2 2 2 3678 138 02969 0 12 1 153 0 153 0 lv oW dqhlh 27 2 3 2 3 3 2 3 6185 0 12 1 3600 1084 2 3600 1084 2 vv w lv owq l q Eh 23 23 22 3678 1386185 0 05812 0 00172 0 3093 0 02096 0078 0 lvvvlvvv wT qqqqhH 0 5 HT 0 45m 故 3 2 2 0407 118175379328 20lvlvvvqqq 在操作范围内任取几个 计算出的值列于表中 lvq vvq smqlv 3 0 0010 00200 00300 0040 smqvv 3 4 444 35764 28014 2045 依此值在S图中作线即为液泛线 2 9 2 2 提馏段 式中 2 2 00844 0 66 924 38 3 1769 0 84 0 0051 0 051 0 vv o cq LC u h 00151 0 3093 0 0208000844 0 3 22 lvvvpq qh 2 2 2 00 99 03510 0 12 1 153 0 153 0 lv oW dqhlh 2 3 2 3 3 2 3 6185 0 12 1 3600 1084 2 3600 1084 2 vv w lv owq l q Eh 23 23 22 00 996185 0 05812 000151 03093 0 0208 0 00844 0lvvvlvvv wT qqqqhH 故 3 2 2 93 109 9 11729622 16lvlvvvqqq 在操作范围内任取几个 计算出的值列于表中 lvq vvq smqlv 3 0 0010 00200 00300 0040 smqvv 3 3 93843 85103 77223 6965 依此值在图中作线即为液泛线 2 28 9 3 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件 作出液相负荷下限线 0 006 ow hm 该线为与气相流量无关的竖直线 代入的值则可求出006 0 3600 1000 84 2 3 2 w lv l q E1 0E 取 w l 精馏段 3 2 min 0 006 1000 0 0009553 2 84 13600 v l w l q 3 ms 按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线 见图中的 线 3 提馏段 3 2 min 0 006 1000 0 0009553 2 84 13600 v l w l q 3 ms 按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线 见图中的 线 3 9 4 漏液线 VL LhhCu 13 00056 0 4 4 0min 0 3 2 6185 005812 0 lvowwLqhhh 得 在 32 796 233844 3 6538 0 86 2 43 846 00172 0 32 6185 005812 0 13 0 0056 0 84 0 4 4 13 0 0056 0 0 4 4 min Lv Lvv q VL hhCq 操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于下表 s L s V 依此值在图中作线即为液泛线 5 smqlv 3 0 00100 00200 00300 0040 smqvv 3 1 2441 2681 2881 305 29 提馏段 VL LhhCu 13 00056 0 4 4 0min 0 3 2 6185 00416 0 lvowwLqhhh 得 在操 32 996 215983 2 6538 0 38 3 66 924 00151 0 32 6185 0 0416 0 13 0 0056 0 84 0 4 4 13 0 0056 0 0 4 4 min Lv Lvv q VL hhCq 作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于下表lvq vvq 依此值在图中作线即为液泛线 5 9 5 液相负荷上线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 4 s TT L HA 故smqLv 02532 0 4 2813 0 45 0 3 max 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 5 精馏段负荷性能图如下 smqlv 3 0 00100 00200 00300 0040 smqvv 3 1 09761 12241 14291 1609 30 在操作性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即为操作线 由图 8 1 可知 液泛 线在雾沫夹带线的上方 所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制 操作下限 由漏液线控制 按固定的液气比 从负荷性能图中可查得气相负荷上限 气相sm qvv 11 4 3 max 负荷下限 所以可得smqvv 27 1 3 min 23 3 27 1 11 4 min max VV VV q q 操作弹性 提馏段负荷性能图如下 在 操作性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即为操作线 由图 8 2 可知 液泛线 在雾沫夹带线的上方 所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制 操作下限由 漏液线控制 按固定的液气比 从负荷性能图中可查得气相负荷上限 smq VV 78 3 3 max A 4 2 1 3 5 A 2 4 1 3 5 31 气相负荷下限所以可得smq VV 54 1 3 min 45 2 54 1 78 3 min max VV VV q q 操作弹性 1010 板式塔的结构板式塔的结构 10 110 1 精馏塔有效高度精馏塔有效高度 精馏段有效高度的计算 mHNZ T 25 2 45 0 161 精精 提留段有效高度的计算 mHNZ T 20 7 45 0 1171 提提 在进料板处及提留段共开 2 个人孔 其高度均为 0 8 故精馏塔的 有效高度为 mZZZ85 118 0320 7 25 28 03 提精 10 2 接管 10 2 1 接管 9 1 塔顶蒸气出口管 选择蒸气速度 则s m20 u 44 1 970 0 354m 35 4mm 3 14 20 v v v v q d u 按照 GB8163 87 选择热轧无缝钢管530 9mm 10 2 2 塔顶回流液管 选择回流液流速 则s m4 0 Ru 46mmm046 0 6 114 3 00266 0 44 R R u q d lv 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管57 3 5mm 32 10 2 3 进料管 7 3 14 10 0 00562m s 3600 330 24 873 36 v vq 选择进料液流速 则s m6 1 u 4 4 0 00562 0 06767 3 14 1 6 qv v dmmm u 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管规格的热轧无缝钢管76 4mm 10 2 4 塔釜出料管 选择塔釜出料液流速 则s m6 1 Wu 44 0 00983 0 088m 88mm 3 14 1 6 v l w w q d u 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管89 4mm 10 2 5 加热蒸气进口管 选择蒸气速度 则s m23 u 44 1 977 0 331m 33 1mm 3 14 23 v vq D u 按照 GB8163 87 选择热轧无缝钢管530 9mm 33 四 绘制生产工艺流程图 图 2 1 生产工艺流程图 34 五五 绘制精馏塔设计条件图 序号名称指标 1 操作压力常压 2 操作温度约 140 C 3 工作介质苯 氯苯混合液 4 塔板形式筛板塔 5 有效高度 11 4m 6 塔板数23 块 7 塔径 1600mm 符号规格用途连接方式 A1 2 原料液进口接管平焊法兰连接 b 塔顶气相处口接管平焊法兰连接 c 塔顶液相回流入口平焊法兰连接 d 塔釜液出口接管平焊法兰连接 e 排液管接口平焊法兰连接 f 塔釜气相回流入口平焊法兰连接 M1 3 入孔 螺纹丝扣连接 P1 2 压力计接口螺纹丝扣连接 T1 5 温度计接口螺纹丝扣连接 H1 2 液位指示接口螺纹丝扣连接 L1 2 自控液位接口螺纹丝扣连接 p2 H1 T5 H2 a a3 a1 b d e 35 六六 计算结果总汇计算结果总汇 序号精馏段项目数值序号提馏段项目数值 1 平均温度 tm 84 29 1 平均温度 tm 113 3 2 平均压力 pm kPa107 10 2 平均压力 pm kPa115 21 3 气相流量 Vs m3 s 1 970 3 气相流量 Vs m3 s 1 977 4 液相流量 Ls m3 s 0 00266 4 液相流量 Ls m3 s 0 00983 5 汽相平均密度 kg m3 L 2 865 汽相平均密度 kg m3 L 3 38 6 实际总塔板数6 6 实际塔板数 17 7 塔径 m 1 67 塔径 m1 6 8 板间距 m 0 458 板间距 m 0 45 9 溢流形式单溢流 9 溢流形式单溢流 10 降液管形式弓形 10 降液管形式弓形 11 堰长 m1 12 11 堰长 m1 12 12 堰高 m0 05812 12 堰高 m0 0416 13 板上液层高度 m 0 0613 板上液层高度 m0 06 14 堰上液层高度 m0 0104 14 堰上液层高度 m0 0236 15 降液管底隙高度 m0 02969 15 降液管底隙高度 m0 03510 16 安定区宽度 m0 05 16 安定区宽度 m0 05 17 边缘区宽度 m 0 0817 边缘区宽度 m0 08 18 开孔区面积 m21 22 18 开孔区面积 m21 22 19 阀孔直径 m 0 00519 阀孔直径 m 0 006 20 阀孔数目6278 20 阀孔数目6278 21 孔中心距 m 0 01521 孔中心距 m 0 015 22 开孔率 14 5 22 开孔率 14 5 23 空塔气速 m s 11 13 23 空塔气速 m s 11 14 24 阀孔气速 m s 6 56 24 阀孔气速 m s 7 19 26 单板压降 KPa0 7 26 单板压降 KPa0 7 36 27 负荷上限 雾沫夹带 控制 27 负荷上限 雾沫夹带 控制 28 负荷下限漏液控制 28 负荷下限漏液控制 29 雾沫夹带量0 0252 29 雾沫夹带量0 0260 30 气相负荷上限 m3 s 0 02532 30 气相负荷上限 m3 s 0 02